BE1012274A7

BE1012274A7 - Procede a haute productivite pour la preparation de gamma butyrolactone et de tetrahydrofurane.

Info

Publication number: BE1012274A7
Application number: BE9800820A
Authority: BE
Inventors: Aldo Bertola; Take Constantinescu; Philippe Raucq; Salvatore Cassarino
Original assignee: Pantochim Sa
Priority date: 1998-11-10
Filing date: 1998-11-10
Publication date: 2000-08-01
Also published as: WO2000027834A1; DE69902683T2; US6433193B1; CN1332735A; DE69902683D1; ATE222898T1; KR100631251B1; KR20010075697A; AU1651300A; CN1145620C; ES2183630T3; EP1129085A1; JP2002529459A; EP1129085B1

Abstract

Le procédé comprend les étapes ci-dessous: a) conversion de n-butane en anhydride maléique; b) absorption sélective de l'anhydride maléique de l'effluent de a) par dans un courant riche en gamma-butyrolactone; c) élimination de l'eau du mélange produit sous b) pour produire un mélange à teneur minimale en eau et en acide maléique; d) récupération du gamma-butyrolactone de l'effluent de l'absorbeur d'anhydride maléique, par absorption dans l'eau; e) déhydratation du gamma-butyrolactone récupéré et recyclage vers l'absorbeur d'anhydride maléique; f) hydrogénation du mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone débarrassé de son eau; g) séparation du tétrahydrofurane, du gamma-butyrolactone et des sous-produits du mélange d'hydrogénation obtenu; h) recyclage d'un courant riche en gamma-butyrolactone vers l'absorption sélective d'anhydride maléique.

Description


   <Desc/Clms Page number 1> 
 



  PROCEDE A HAUTE PRODUCTIVITE POUR LA PREPARATION DE GAMMA BUTYROLACTONE ET DE TETRAHYDROFURANE DESCRIPTION
La présente invention concerne la production de tétrahydrofurane et de gamma-butyrolactone par hydrogénation d'anhydride maléique brut ou raffiné récupéré dans les gaz dégagés par l'oxydation catalytique en phase vapeur de n-butane. 



   Du fait des faibles coûts de production à partir du nbutane, l'anhydride maléique (MAN) est un matériau de départ très attractif pour la production, par hydrogénation catalytique, de dérivés tels que le tétrahydrofurane   (THF),   le gamma-butyrolactone (GBL) et le butanediol (BDO). 



   Plusieurs modes opératoires ont été divulgués pour la préparation de GBL, de THF et de BDO par hydrogénation de MAN et/ou d'acides carboxyliques, et en particulier de l'acide maléique. 



   On peut mentionner les brevets ci-dessous : 
 EMI1.1 
 
<tb> 
<tb> US <SEP> 5 <SEP> 502 <SEP> 217 <SEP> US <SEP> 5 <SEP> 473 <SEP> 086 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 985 <SEP> 572
<tb> US <SEP> 4 <SEP> 973 <SEP> 717 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 973 <SEP> 713 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 827 <SEP> 001
<tb> US <SEP> 4 <SEP> 810 <SEP> 807 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 782 <SEP> 167 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 772 <SEP> 729
<tb> US <SEP> 4 <SEP> 659 <SEP> 686 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 609 <SEP> 636 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 550 <SEP> 185
<tb> US <SEP> 4 <SEP> 550 <SEP> 150 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 155 <SEP> 919 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 096 <SEP> 156
<tb> US <SEP> 3 <SEP> 957 <SEP> 827 <SEP> US <SEP> 3 <SEP> 370 <SEP> 067 <SEP> US <SEP> 4 <SEP> 801 <SEP> 716
<tb> JP <SEP> 43 <SEP> 683/69
<tb> DE <SEP> 27 <SEP> 15 <SEP> 667 <SEP> DE <SEP> 26 <SEP> 05 <SEP> 107 <SEP> DE <SEP> 25 <SEP> 53 <SEP> 761
<tb> DE <SEP> 25 <SEP> 19 <SEP> 

  817
<tb> GB <SEP> 1 <SEP> 551 <SEP> 741 <SEP> GB <SEP> 1 <SEP> 534 <SEP> 232
<tb> FR <SEP> 2 <SEP> 505 <SEP> 819 <SEP> FR <SEP> 2 <SEP> 310 <SEP> 331
<tb> 
 

 <Desc/Clms Page number 2> 

 
 EMI2.1 
 
<tb> 
<tb> EP <SEP> 0 <SEP> 745 <SEP> 589 <SEP> Al <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 722 <SEP> 923 <SEP> A3 <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 543 <SEP> 340 <SEP> Al
<tb> EP <SEP> 0 <SEP> 417 <SEP> 867 <SEP> Al <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 285 <SEP> 420 <SEP> Al <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 277 <SEP> 562 <SEP> B1
<tb> EP <SEP> 0 <SEP> 198 <SEP> 682 <SEP> A2 <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 198 <SEP> 681 <SEP> A2 <SEP> EP <SEP> 0 <SEP> 147 <SEP> 219 <SEP> B1
<tb> 
 PCT 92/02 298
Plusieurs catalyseurs différents ont été proposés pour la conversion de MAN en GBL, THF et/ou BDO. 



   Ainsi que l'enseignent ces brevets, un système catalytique performant comprend un élément du groupe VII B du tableau périodique de Mendeleev, de préférence le rhénium ou un composé de ce dernier, associé à au moins un métal noble du groupe VIII, de préférence le palladium ou un composé de ce dernier, sur un support de carbone ou d'oxyde inerte. 



   Un catalyseur de ce type a été décrit en premier par le brevet GB-1 551 741 et par le brevet DE 25 19 817. 



   Ainsi que le décrivent la littérature technique et la littérature des brevets, le MAN est amené à l'hydrogénation de préférence en solution dans un solvant. 



   Le brevet US-4 810 807 décrit un procédé d'hydrogénation dans lequel le MAN est dissous dans le nbutanol. 



   Le brevet DE 25 19 817 décrit un procédé dans lequel le MAN est dissous dans le dioxane. 



   Le brevet US 4 782 167 décrit un procédé dans lequel, après l'avoir dissous dans l'eau, on amène le MAN à l'étape d'hydrogénation sous la forme d'une solution d'acide maléique. 



   L'utilisation de solvants organiques pour dissoudre le MAN nécessite de complexes étapes de distillation pour permettre la récupération, la purification et le recyclage du solvant. 



   D'autre part, l'utilisation d'une solution d'acide maléique présente l'avantage de simplifier la séquence d'opérations dans l'installation dans laquelle on utilise du butane comme matière première pour la production de MAN. 



   L'intégration du procédé à l'anhydride maléique et du procédé d'hydrogénation entraîne une simplification de la 

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 récupération de l'acide maléique (au contraire du MAN) et évite la purification et le raffinage du MAN. 



   Cependant, l'introduction d'acide maléique exerce un impact négatif sur l'économie du procédé, parce qu'on introduit dans le réacteur d'hydrogénation de 10 à 15 moles d'eau pour chaque mole de MAN. 



   Par rapport à l'hydrogénation du MAN anhydre, pour laquelle il se forme seulement environ une mole d'eau pour chaque mole de MAN convertie en GBL ou BDO, plus une mole supplémentaire par mole de THF formée, le traitement de l'effluent du réacteur en présence d'un grand excès d'eau complique la récupération du THF, la purification du GBL et/ou du BDO et la séparation de l'eau. 



   En outre, l'hydrogénation de l'acide maléique à une température et une pression relativement élevées donne un environnement corrosif qui exige des matériaux de construction coûteux. 



  DESCRIPTION DE L'INVENTION
Par conséquent, l'objet le plus important de la présente invention consiste à fournir un procédé optimisé pour la production de GBL et de THF, qui est basé sur une intégration efficace du procédé à l'anhydride maléique et du procédé d'hydrogénation, dans lequel les problèmes et les inconvénients liés à l'utilisation d'une solution aqueuse d'acide maléique sont résolus dans une grande mesure et d'une manière qui convient pour l'industrie. 



   Selon la présente invention, l'objet ci-dessus a été réalisé en proposant un procédé pour la production de MAN par oxydation de n-butane en phase vapeur, dans lequel le milieu oxydant est l'air ou, de préférence, l'oxygène pur (ou de l'air enrichi) mélangé aux gaz de réaction, et dans lequel le MAN est récupéré dans les gaz de réaction en utilisant un solvant organique comme fluide d'absorption, c'est-à-dire un solvant qui est en même temps un produit d'hydrogénation du MAN, à savoir le GBL. 



   L'utilisation, comme solvant, d'un produit du procédé qui fait l'objet de la présente invention évite tous les 

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 inconvénients et les coûts associés à la récupération et à la purification d'un solvant chimique supplémentaire externe au procédé, et évite de plus les coûts élevés qui découlent de l'utilisation de l'eau comme solvant et qui sont décrits par d'autres brevets. 



   Une autre caractéristique importante du procédé qui fait l'objet de la présente invention réside en ce que c'est le MAN et non l'acide maléique qui est essentiellement le principal produit d'absorption, malgré la grande quantité d'eau en excès qui est présente dans l'effluent d'oxydation du butane. 



   Cela permet d'éviter les difficultés associées à la corrosion et également d'éviter la nécessité d'utiliser des matériaux de construction coûteux, comme c'est le cas lorsque l'on soumet de l'acide maléique à l'hydrogénation en présence d'eau. 



   Le procédé faisant l'objet de la présente invention est en outre caractérisé en ce qu'il comporte les opérations qui suivent : a) conversion de n-butane en MAN par oxydation catalytique en phase vapeur ; b) récupération du MAN dans les gaz d'effluent de l'oxydation du butane par absorption sélective dans le GBL pour former un mélange MAN-GBL ; c) élimination de l'eau du mélange MAN-GBL dans une colonne de rectification, sous l'action d'un gaz et/ou sous vide, pour produire un mélange MAN-GBL contenant un minimum d'eau et d'acide maléique ; d) récupération de GBL des gaz d'effluent quittant l'absorbeur d'anhydride maléique, par absorption dans l'eau ; e) déshydratation du GBL récupéré et recyclage de ce dernier vers l'absorbeur d'anhydride maléique ;

   f) hydrogénation du mélange MAN-GBL débarrassé de son eau, sur un ou plusieurs catalyseurs appropriés, dans des conditions qui favorisent la formation de THF et de GBL ; g) séparation du THF, du GBL et des sous-produits du 

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 mélange d'hydrogénation ainsi obtenu, par distillation ; h) recyclage d'un courant riche en GBL vers l'absorption sélective du MAN. 



   Les avantages principaux du procédé qui fait l'objet de la présente invention peuvent être résumés comme suit : a) il n'utilise pas de produit organique externe comme solvant, par exemple le dioxane, qui serait difficile à récupérer et à purifier ; b) il évite d'utiliser un grand excès d'eau comme dans le cas des procédés dans lesquels on utilise une solution d'acide maléique, et dans lesquels il faut consommer beaucoup d'énergie pour séparer l'eau et pour récupérer le THF et le GBL ; c) il évite d'introduire de l'acide maléique corrosif dans le réacteur d'hydrogénation, ce qui nécessiterait d'utiliser des matériaux de construction coûteux, par exemple le Hastelloy ;

   d) une fraction non raffinée du GBL produit est utilisée comme solvant pour l'absorption de l'anhydride maléique, ce qui permet une intégration optimale du procédé à l'anhydride maléique et du procédé d'hydrogénation ; e) on obtient le THF et le GBL à partir du MAN à des rendements élevés. 



   Si l'on suppose que le MAN est produit par un procédé à haute productivité et recyclage total dans lequel on utilise de l'oxygène comme milieu oxydant, le procédé qui fait l'objet de la présente invention est apte à produire du GBL et du THF avec une consommation qui s'approche de 1 tonne de butane par tonne d'équivalent GBL, avec un investissement réduit et des coûts du fonctionnement optimisés. 



  DESCRIPTION DE MODES DE REALISATION PREFERES
La séquence des opérations associées au procédé qui fait l'objet de la présente invention est présentée dans la figure 1. 



   Le procédé selon cette invention est valide pour tout procédé dans lequel on convertit du n-butane en anhydride 

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 maléique par oxydation catalytique en phase vapeur. 



   Les gaz d'effluent provenant du réacteur d'anhydride maléique (ligne 1) sont transportés vers un absorbeur (2) où le MAN est récupéré par lavage à contre-courant par un courant riche en GBL recyclé à partir de l'unité d'hydrogénation (ligne 3) et d'un courant de GBL récupéré dans les gaz d'effluent (ligne 9). 



   Dans la partie inférieure de l'absorbeur (2), le mélange MAN-GBL ainsi obtenu est mis en contact avec un courant de gaz (ligne 4). 



   La plus grande partie de l'eau contenue dans le mélange MAN-GBL est extraite sous l'action de rectification du gaz et de la chaleur. 



   La pression de travail à la sortie de l'absorbeur (2) est comprise entre 1,2 et 6,5 bars. 



   La température de travail est contrôlée de manière à limiter la condensation de l'eau dans l'effluent organique liquide, qui se trouve à au moins   10 C   au-dessus du point de rosée de l'eau. 



   Les gaz quittant l'absorbeur (2) sont transportés (ligne 5) vers la partie inférieure d'une colonne de d'épuration (6) dans laquelle le GBL piégé par les gaz d'effluent est récupéré par lavage à l'eau. 



   La solution aqueuse de GBL qui quitte l'épurateur à eau (6) est introduite (ligne 7) dans une colonne d'extraction de l'eau (8) qui sépare un courant riche en GBL qui revient (ligne 9) vers l'absorbeur (2). 



   L'eau qui se sépare en tête de la colonne d'extraction de l'eau (8) est rejetée (ligne 10). 



   L'eau en excès produite dans le convertisseur d'anhydride maléique (ligne   11)   est éliminée dans la partie supérieure de l'épurateur à eau (6). 



   Les gaz d'échappement quittant l'épurateur à eau (6) recyclés (ligne 12) vers le système de réaction de l'installation d'anhydride maléique. 



   L'effluent liquide provenant de l'absorbeur (2), à savoir un courant de MAN-GBL contenant un minimum d'eau et 

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 d'acide maléique, s'écoule (ligne 13) vers l'unité d'hydrogénation. 



   L'hydrogénation selon l'invention recourt à un ou plusieurs, et de préférence deux étages de catalyse. 



   Dans l'unité d'hydrogénation, le courant de MAN-GBL (ligne 13) est mélangé à un courant d'hydrogène préchauffé (ligne 14) et tous deux, après réchauffage final (15) s'écoulent (ligne 16) vers le premier étage d'hydrogénation (17). 



   Les conditions globales de travail pour l'hydrogénation et ses performances principales sont les suivantes : Pression : de 20 à 80 bars, de préférence de 30 à 50 bars Température : de 1200 à 2800C, de préférence de 170 à   2400C   Rapport molaire du H2 au MAN : de 20 à 150, de préférence de 40 à 60 Vitesse spatiale du   H2 :   de 500 à 4000   h-',   de préférence de 2000 à 3000   h-'   Conversion du MAN : de 96% à 100% Sélectivité en GBL : de 88% à 95% Sélectivité en THF : de 1% à 10% Sélectivité totale en GBL + THF : de 90% à 98%
Lorsque l'on utilise plus d'un étage de catalyseur, le catalyseur du premier étage hydrogènera l'anhydride maléique en anhydride succinique et exécutera également une partie de l'hydrogénation de l'anhydride succinique en gamma-butyrolactone. 



   Un catalyseur préféré du premier étage d'hydrogénation est un catalyseur comportant un métal noble du groupe VIII du tableau périodique, de préférence le palladium ou un composé de ce dernier, sur un support qui est de préférence 

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 du carbone ou un oxyde inerte. 



   Dans le cadre de cette description, ce catalyseur est appelé catalyseur au Pd. La quantité de substance catalytiquement active dans le catalyseur au Pd est comprise entre 0,1% et 10% en poids du poids total du catalyseur, de préférence de 0,2% à 2% en poids. 



   Un autre catalyseur préféré pour le premier étage d'hydrogénation est un catalyseur à base de nickel, que l'on peut utiliser avec ou sans support. Dans le cadre de cette description, ce catalyseur est appelé catalyseur au Ni. La quantité de substance catalytiquement active dans le catalyseur au Ni sur support est comprise entre 1% et 50% en poids du poids total du catalyseur, de préférence de 5% à 20% en poids. 



   Un catalyseur préféré que l'on peut utiliser pour effectuer l'hydrogénation comporte un élément de groupe VII B du tableau périodique de Mendeleev, de préférence le rhénium ou un composé de ce dernier, associé à au moins un métal noble du groupe VIII de ce tableau périodique, de préférence le palladium ou un composé de ce dernier, sur un support, à savoir de préférence du carbone ou un oxyde inerte. Dans le cadre de cette description, ce catalyseur peut être appelé catalyseur au Pd-Re. 



   Le catalyseur au Pd-Re peut être utilisé dans l'hydrogénation dans l'une ou l'autre des configurations suivantes : a) réaction d'hydrogénation en un seul étage ; b) réaction d'hydrogénation en deux ou plusieurs étages ; c) réaction d'hydrogénation en deux ou plusieurs étages, dans laquelle le premier étage utilise un catalyseur au Pd ou un catalyseur au Ni. 



   La quantité de substance catalytiquement active dans le catalyseur au Pd-Re est comprise entre 0,1% et 10% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 1% et 5% en poids. 



   Le rapport pondéral entre l'élément du groupe VII B, 

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 de préférence le rhénium, et le métal noble du groupe VIII, de préférence le palladium, est compris entre 1 : 1 et 10 : 1, de préférence entre 2 : 1 et 5 : 1. 



   D'autres catalyseurs préférés utilisés soit pour réaliser l'hydrogénation à la place du catalyseur au Pd-Re et dans l'une quelconque des configurations mentionnées plus haut, sont des catalyseurs du type au palladium-nickel ou des catalyseur du type au palladium-cuivre. Dans le cadre de cette description, les catalyseurs du type au palladium-nickel sont appelés catalyseurs au Pd-Ni, et les catalyseurs du type au palladium-cuivre sont appelés catalyseurs au Pd-Cu. 



   La quantité de substance catalytiquement active dans les catalyseurs au Pd-Ni ou au Pd-Cu est comprise entre 1% et 50% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 5% et 20% en poids. 



   Dans lesdits catalyseurs, le rapport pondéral entre le nickel ou le cuivre et le palladium est compris entre 0,5 : 1 et 50 : 1, de préférence entre 5 : 1 et 20 : 1. 



   L'utilisation d'un catalyseur au Pd dans le premier étage de l'hydrogénation pour saturer l'anhydride maléique en anhydride succinique et pour convertir une partie de l'anhydride succinique en gamma-butyrolactone est avantageuse du fait que le catalyseur au   Pd   a un coût inférieur à celui des catalyseurs au Pd-Re, au Pd-Ni ou au Pd-Cu. 



   Après chaque étage, un courant d'hydrogène froid est injecté pour contrôler la température de réaction. 



   Cela est représenté dans la figure 1 sous la forme d'un courant d'hydrogène (ligne 18) qui pénètre dans le réacteur après le premier étage (17), pour refroidir le mélange entrant dans le deuxième étage (19). 



   En variante, l'effluent de chaque étage peut être refroidi par échange thermique indirect. 



   En plus du GBL et du THF, l'effluent de la réaction (ligne 20) contient de l'hydrogène, de l'eau, des produits organiques légers (comme le propanol, le butanol, l'acide 

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 propionique, l'acide butyrique), et des produits organiques lourds (acide succinique, butanediol). 



   L'effluent est d'abord refroidi par échange de chaleur (21) avec l'hydrogène et ensuite dans le refroidisseur (22). 



   L'effluent refroidi (ligne 23) pénètre dans le séparateur (24) de la tête duquel s'échappe un courant riche en hydrogène (ligne 25). 



   Une petite fraction de l'hydrogène est purgée (ligne 26) pour éviter l'accumulation d'inertes. La fraction restante va vers le compresseur (27). 



   De l'hydrogène frais (ligne 29) rejoint le gaz comprimé riche en hydrogène (ligne 28). 



   Une partie de l'hydrogène comprimé passe (ligne 18) vers les étages intermédiaires du réacteur pour contrôler la température de réaction. Une autre fraction (ligne 30) est préchauffée (21) et mélangée à l'alimentation du réacteur d'hydrogénation. 



   La phase liquide qui quitte le séparateur (24) s'écoule (ligne 31) vers une unité de fractionnement (32) qui sépare le THF produit (ligne 33), l'eau et les produits organiques légers (34), le GBL produit (ligne 35), et des résidus lourds (ligne 36). Un courant brut riche en GBL contenant certains produits organiques lourds est recyclé (ligne 3) vers l'absorbeur (2) de l'installation d'anhydride maléique. 



   Dans cette conception, ni des produits lourds ni des produits légers ne peuvent s'accumuler dans le GBL brut utilisé comme fluide d'absorption. 



   La seule purge nécessaire est celle prévue dans la purification standard des produits. 



   Les modes de réalisation de la présente invention sont mis en évidence par l'exemple A ci-dessous. 



  EXEMPLE A
Une composition typique (% en volume) des gaz quittant le réacteur d'anhydride maléique (ligne 1), dans un procédé d'oxydation à recyclage total utilisant l'oxygène comme 

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 milieu oxydant, est la suivante :
Oxygène 4,4%
Vapeur d'eau 11, 1%
Butane 3,6%
Monoxyde de carbone 22,9%
Dioxyde de carbone 56, 6%
Anhydride maléique 1,4%
Sous-produits organiques traces
Inertes traces
Débit : 85042 kg/h
Pression manométrique : 3,5 bars
Les gaz d'effluent pénètrent dans l'absorbeur (2) où le MAN est absorbé dans un courant riche en GBL (ligne 3), qui est constitué de 6352 kg/h recyclés à partir de l'unité d'hydrogénation, plus un courant de GBL débarrassé de son eau (ligne 9) récupéré dans les gaz d'effluent. 



   Environ 3000 kg/h de gaz, de préférence du dioxyde de carbone, sont introduits (ligne 4) dans la partie inférieure de l'absorbeur (2) pour éliminer la plus grande partie de l'eau contenue dans le mélange MAN-GBL. 



   Environ 3100 kg/h de MAN sont récupérés sous forme dissoute dans le courant riche en GBL. 



   Le produit de queue de l'absorbeur (ligne 13) présente la composition typique ci-dessous (% en poids) :
MAN 32,3%
GBL 66,6%
Sous-produits organiques 1,1%
En teneur en eau de ce courant ne dépasse pas 1% en poids. 



   Les gaz d'effluent provenant de l'absorbeur (ligne 8) contiennent environ 800 kg/h de GBL entraîné et des traces de MAN que   l'on   peut récupérer par absorption dans l'eau dans la partie inférieure de l'épurateur (6). 



   Le GBL récupéré (ligne 7) est dissous dans l'eau, sa composition moyenne étant de 35% en poids de GBL et de 65% en poids d'eau. 



   Le courant de GBL aqueux (ligne 7) s'écoule vers la 

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 colonne d'extraction de l'eau (8) qui sépare l'eau en tête en même temps que des traces de matières organiques à évacuer (ligne 10). 



   A la base de la colonne d'extraction de l'eau (8), on récupère un courant riche en GBL contenant de l'eau résiduelle. Dans la partie supérieure de l'épurateur (6), on enlève l'eau en excès produite dans le convertisseur d'anhydride maléique (ligne 11). 



   Les gaz d'effluent quittant l'épurateur à eau (ligne 12) sont recyclés vers le système de réaction de l'anhydride maléique. 



   Le courant de MAN récupéré dans le GBL (ligne 13), environ 9700 kg/h, pénètre dans la partie hydrogénation et, après mélange avec de l'hydrogène (ligne 14) et préchauffage (15), il alimente le premier étage du réacteur d'hydrogénation (17). 



   Le réacteur est du type adiabatique, avec un catalyseur de Pd sur carbone installé dans le premier étage du réacteur (17) et un catalyseur de Pd-Re sur carbone installé dans l'étage suivant (19). 



   On prévoit un refroidissement brusque à l'hydrogène froid (ligne 18) entre les étages pour contrôler la température. 



   Les conditions de réaction adoptées dans cet exemple sont :
Pression 40 bars
Température de 1600C à 2600C
Rapport molaire HUMAN à l'entrée 40
Vitesse spatiale horaire du H2 2000   hol  
Dans les conditions ci-dessus, on a mesuré sur la réaction les performances moyennes ci-dessous :
Conversion : supérieure à 99%
Sélectivité en GBL : 93,4%
Sélectivité en THF : 4,8%
Le bilan matière global de l'hydrogénation est alors le suivant : Entrées 

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Alimentation organique 9700 kg/h
Hydrogène 140 kg/h
Total 9840 kg/h Produits et sous-produits
GBL 2520 kg/h
THF 110 kg/h
GBL recyclé vers l'absorbeur de MAN 6352 kg/h
Eau 770 kg/h
Sous-produits 78 kg/h
Purge d'hydrogène 10 kg/h
Total 9840 kg/h

Claims

REVENDICATIONS 1. Procédé pour la production de gamma-butyrolactone et de tétrahydrofurane par hydrogénation d'anhydride maléique récupéré d'un processus de conversion de n-butane par oxydation catalytique en phase vapeur, consistant essentiellement en les étapes ci-dessous : a) conversion de n-butane en anhydride maléique par oxydation catalytique en phase vapeur ; b) récupération d'anhydride maléique des gaz d'effluent de l'oxydation du butane par absorption sélective dans un courant riche en gamma-butyrolactone, pour former un mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone ; c) élimination de l'eau du mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone dans une colonne de rectification, sous l'action d'un gaz, pour produire un mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone avec une teneur minimale en eau et en acide maléique ;

d) récupération du gamma-butyrolactone contenu dans les gaz d'effluent quittant l'absorbeur d'anhydride maléique, par absorption dans l'eau ; e) déshydratation du gamma-butyrolactone récupéré et recyclage de ce dernier vers l'absorbeur d'anhydride maléique ; f) hydrogénation du mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone débarrassé de son eau, sur un ou plusieurs catalyseurs appropriés, dans des conditions qui favorisent la formation de gamma-butyrolactone et de tétrahydrofurane ; g) séparation par distillation du tétrahydrofurane, du gamma-butyrolactone et des sous-produits du mélange d'hydrogénation ainsi obtenu ; h) recyclage d'un courant riche en gamma-butyrolactone vers l'absorption sélective d'anhydride maléique.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel l'anhydride maléique raffiné ou non raffiné est utilisé comme matière première, et dans lequel les étapes a), b) et c) de la revendication 1 sont remplacées par une étape de <Desc/Clms Page number 15> mélange de l'alimentation en anhydride maléique avec un courant riche en gamma-butyrolactone recyclé à partir de l'hydrogénation, pour produire un mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone à hydrogéner.
3. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le rapport pondéral entre le gamma-butyrolactone et l'anhydride maléique dans le mélange à hydrogéner est compris entre 15 et 0,5, de préférence entre 3 et 1.
4. Procédé selon la revendication 2, dans lequel le rapport pondéral entre le gamma-butyrolactone et l'anhydride maléique dans le mélange à hydrogéner est compris entre 10 et 0,5, de préférence entre 3 et 1.
5. Procédé selon la revendication 1, dans lequel l'absorption de l'anhydride maléique provenant des gaz d'effluent quittant le convertisseur d'anhydride maléique est opérée à une pression de sortie de l'absorbeur comprise entre 1,2 et 6,5 bars et à une température moyenne de travail comprise entre 50 et 120 C, la température étant de préférence d'au moins 100C supérieure au point de rosée de l'eau.
6. Procédé selon les revendications 1, 3 et 5, dans lequel l'extraction de l'eau du mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone formé dans l'absorbeur est effectuée par l'action de rectification d'un gaz, de préférence le dioxyde de carbone.
7. Procédé selon les revendications 1,3 et 5, dans lequel l'élimination de l'eau du mélange d'anhydride maléique et de gamma-butyrolactone formé dans l'absorbeur est effectuée par rectification du mélange sous vide.
8. Procédé selon la revendication 1, dans lequel la récupération du gamma-butyrolactone contenu dans le gaz d'effluent quittant l'absorbeur d'anhydride maléique est effectuée par absorption dans un solvant organique et désorption de ce dernier.
9. Procédé selon la revendication 8, dans lequel le solvant organique est choisi parmi des diesters de l'acide phtalique, de préférence dans le groupe constitué du <Desc/Clms Page number 16> phtalate de butyle et du phtalate de dioctyle.
10. Procédé selon la revendication 1, dans lequel le procédé de conversion du n-butane en anhydride maléique par oxydation catalytique en phase vapeur est soit un procédé à l'air à passage unique, un procédé à recyclage partiel utilisant de l'air ou de l'air enrichi comme milieu oxydant, ou un procédé à recyclage total utilisant de l'oxygène comme milieu oxydant.
11. Procédé selon les revendications 1 et 10, dans lequel le réacteur catalytique de conversion du n-butane en anhydride maléique est du type à lit fixe, à lit fluidisé ou à lit transporté.
12. Procédé selon les revendications 1,2, 3 et 4, dans lequel le rapport molaire entre l'hydrogène et l'anhydride maléique dans le mélange alimentant le réacteur d'hydrogénation est compris entre 5 et 150, de préférence entre 20 et 70.
13. Procédé selon les revendications 1 et 2, dans lequel l'hydrogénation est réalisée en un ou plusieurs étages, de préférence en deux étages, sur le même catalyseur ou sur des catalyseurs différents, et dans lequel le catalyseur du premier étage hydrogénise l'anhydride maléique en anhydride succinique et effectue également une partie de l'hydrogénation de l'anhydride succinique en gamma-butyrolactone, tandis que le ou les catalyseurs du ou des étages qui suivent le premier terminent l'hydrogénation de l'anhydride succinique en gamma-butyrolactone.
14. Procédé selon la revendication 13, dans lequel le catalyseur utilisé dans le premier étage d'hydrogénation est un catalyseur comportant un métal noble du groupe VIII du tableau périodique de Mendeleev, de préférence le palladium ou un composé de ce dernier, sur un support de préférence constitué de carbone ou d'un oxyde inerte.
15. Procédé selon la revendication 14, dans lequel la quantité dudit matériau actif constitué d'un métal noble catalytiquement actif est comprise entre 0,1% et 10% en <Desc/Clms Page number 17> poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 0,2% et 2% du poids total.
16. Procédé selon la revendication 13, dans lequel le catalyseur utilisé dans le premier étage d'hydrogénation est un catalyseur à base de nickel, avec ou sans support.
17. Procédé selon la revendication 16, dans lequel la quantité de substance catalytiquement active dans ledit catalyseur est comprise entre 1% et 50% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 5% et 20% en poids.
18. Procédé selon la revendication 13, dans lequel le catalyseur utilisé pour effectuer l'hydrogénation, que ce soit en un seul étage ou en deux ou plusieurs étages d'hydrogénation, comporte un élément du groupe VII B du tableau périodique de Mendeleev, de préférence le rhénium ou un composé de ce dernier, associé à au moins un métal noble du groupe VIII de ce tableau périodique, de préférence le palladium ou un composé de ce dernier, sur un support de préférence constitué de carbone ou d'un oxyde inerte.
19. Procédé selon la revendication 18, dans lequel ledit catalyseur est utilisé uniquement dans le ou dans les étages qui suivent le premier étage d'hydrogénation.
20. Procédé selon les revendications 18 et 19, dans lequel la quantité de substances catalytiquement actives dans ledit catalyseur est comprise entre 0,1% et 10% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 1% et 5% en poids.
21. Procédé selon les revendications 18,19 et 20, dans lequel le rapport pondéral entre l'élément du groupe VII A, de préférence le rhénium, et le métal noble du groupe VIII, de préférence le palladium, est compris entre 10 et 1, de préférence entre 5 et 2.
22. Procédé selon la revendication 13, dans lequel le catalyseur utilisé pour effectuer l'hydrogénation, soit en un seul étage, soit en deux ou plusieurs étages d'hydrogénation, est un catalyseur du type au palladium- <Desc/Clms Page number 18> nickel.
23. Procédé selon la revendication 22, dans lequel ledit catalyseur est utilisé uniquement dans le ou dans les étages qui suivent le premier étage d'hydrogénation.
24. Procédé selon les revendications 22 et 23, dans lequel la quantité de substance catalytiquement active dans ledit catalyseur est comprise entre 1% et 50% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 5% et 20% en poids.
25. Procédé selon les revendications 22,23 et 24, dans lequel le rapport pondéral entre le nickel et le palladium est compris entre 50 et 0,5, de préférence entre 20 et 5.
26. Procédé selon la revendication 13, dans lequel le catalyseur utilisé pour effectuer l'hydrogénation, soit en un seul étage soit en deux ou plusieurs étages d'hydrogénation, est un catalyseur du type au palladiumcuivre.
27. Procédé selon la revendication 26, dans lequel ledit catalyseur est utilisé uniquement dans le ou dans les étapes qui suivent le premier étage d'hydrogénation.
28. Procédé selon les revendications 26 et 27, dans lequel la quantité de substance catalytiquement active dans ledit catalyseur est comprise entre 1% et 50% en poids du poids total du catalyseur, de préférence entre 5% et 20% en poids.
29. Procédé selon les revendications 26,27 et 28, dans lequel le rapport pondéral entre le cuivre et le palladium est compris entre 50 et 0,5, de préférence entre 20 et 5.
30. Procédé selon les revendications 12 à 18,20 à 22, 24 à 26,28 et 29, dans lequel la pression de travail dans le premier étage d'hydrogénation est comprise entre 5 et 100 bars, de préférence entre 30 et 60 bars.
31. Procédé selon les revendications 12 à 18,20 à 22, 24 à 26,28 à 30, dans lequel la température de travail dans le premier étage d'hydrogénation est comprise entre 100 et 240 C, de préférence entre 160 et 220 C.
32. Procédé selon les revendications 12,13 et 18 à 29, <Desc/Clms Page number 19> dans lequel la pression de travail dans le ou les étages qui suivent le premier étage est comprise entre 20 et 100 bars, de préférence entre 30 et 60 bars.
33. Procédé selon les revendications 12,13, 18 à 29 et 32, dans lequel la température de travail dans le ou les étages qui suivent le premier étage est comprise entre 120 et 2800C, de préférence entre 1800 et 2600C.
34. Procédé selon les revendications 12 à 33 incluses, dans lequel le réacteur d'hydrogénation est du type isotherme ou du type adiabatique, ce dernier étant doté d'un refroidissement entre lits par injection d'hydrogène froid ou par échange thermique indirect.